填料式精馏塔的设计

1、填料式精馏塔设计前言填料塔和精馏塔一样，同属于化工单元操作中精馏的过程设备。物料在填料塔中的传质、分离主要是分散在填料表面进行的。故分离效率的高低主要取决于填料的结构和性能。由于高校填料塔比板式塔的压力将小，所以它比板式塔的操作能耗小。由于在一般情况下，高效填料塔的单位容积生产能力高，因而可以利用已有的板式塔改为高效填料塔，提高生产能力。高效填料塔唯一的缺点是高效填料造价高，一次性投资高。但从板式塔的压力降小，能耗小，分离效率高，单位容积生产能力高考虑，高效填料塔的综合性费用还是比板式塔低。设计条件进料中苯的质量百分数：wf%=25%塔顶产物中苯的质量百分数：wd%99.8%塔底中苯的质量百分

2、数：ww%0.5%泡点进料，即q=1年处理量：4000吨/年常压蒸馏：p=101.325kpa采用拉西环式填料三 填料选择拉西环是最古一种老、最典型的一种填料，由于它结构简单，制造容易，价格低廉，性能指数较齐全以及机械强度高，因此长久以来，尽管它存在严重缺点，但仍受厂家欢迎，沿用至今。拉西环的缺点是结构不敞开，有效空隙率比实际空隙率小得多，故压力降大得多。拉西环在塔内有两种填料方式：乱堆和整砌。乱堆装卸较方便，但压力降较大你，一般直径在50以下的拉西环用乱堆填料，直径在50以上的拉西环用整砌填料，整砌填料压力降小。当填料的名义尺寸小于20时各填料本身的分离效率随尺寸的变化不大，而当填料的名义尺

3、寸大于20时各填料本身的分离效率都明显下降。因此25的填料可以认为是工业填料中选用的合理填料，故本次设计选用金属拉西环25×25×0.8。相关物性参数如下：表1 金属拉西环25mm×25mm×0.8mm参数项目参数项目参数公称直径d25比表面积220m m 外径d25空隙率95高度h25堆积个数n55000个m 壁厚0.8堆积密度640m 干填料因子a 257m等板高度h0.46m湿填料因子 390m平均压降p0.5kpam物料衡算每小时处理量： 每年按300天计算（剩余时间为检修等其他时间），每天按24小时计算。mf=4000×103300&

4、#215;24556kg/h苯的相对分子量：78.108甲苯的相对分子量：92.134塔顶液体的摩尔质量mld=199.8%78.108+0.2%92.134=78.132g/mol进料液体的摩尔质量mlf=175%78.108+25%92.134=88.175g/mol塔底液体的摩尔质量mlw=10.5%780.108+99.8%92.134=92.051g/mol进料的摩尔质量f=mfmf=55688.1756.3kmol/h进料中苯的摩尔分数xf=25%78.108×mf×100%=28.22%塔顶液体中苯的摩尔分数xd=99.8%78.108×md=99.

5、83%塔顶液体中苯的摩尔分数xw=0.5%78.108×mw=0.589%因为 f= d + w f×xf=d×xd+w×xw 即 6.3= d + w 6.3×28.22%=d×99.83%+w×0.589 解之得： w4.546 kmol/h d1.754 kmol/h 表1 苯（a）-甲苯（b）在各温度下的蒸汽压t/80.184889296100104108110.6pa*/kpa101.3114.4128.4144.1161.3180.0200.3222.4237.7pa*/kpa39.044.550.857.865

6、.674.283.694.0101.3因为溶液服从拉乌尔定律，所以可以用下列两式求出相应温度下的平衡组成x,y xa=p-pa*pa*-pb*ya=pa*×xap表2 苯-甲苯的平衡数据t/80.184889296100104108110.6xa10.8130.6510.5040.3730.2560.1520.0570xb109180.8250.7170.5940.4550.3000.1250图1 苯-甲苯的温度-组成相图因为苯-甲苯的溶液可以近似看成理想溶液，相对挥发度可用下式来计算=pa*pb*可以得到下表表3 苯-甲苯各温度下的相对挥发度t/80.184889296100104

7、108110.62.602.572.532.492.462.432.402.372.35按照几何平均值可以求出平均相对挥发度=92.60×2.57×2.53×2.49×2.46×2.43×2.40×2.37×2.352.47最小回流比rmin泡点进料时 xq=xf rmin=1-1xdxf-(1-xd)1-xf =12.47-199.83%28.22%-2.47×(1-99.83%)1-28.22%2.40 因为 r(1.22.0)rmin取r=1.5rmin=1.5×2.40=3.60理论板数

8、的确定从第一块塔板上升的蒸汽组成与塔顶的组成相等，即y1=xd=0.9983由相平衡方程y=x1+(-1)x 变形得x=y-1x=y2.47-1.47y精馏段操作方程yn+1=rr+1xn+xdr+1 =3.604.60xn+99.83%4.60 =0.7826xn+0.2170 进行理论塔板的逐板计算，得到表格4气相组成液相组成y1=0.9983x1=0.99832.47-1.47×0.9983=0.9958y2=0.7826×0.9958+0.21=0.9963x2=0.99632.47-1.47×0.9963=0.9909y3=0.7826×0.9

9、909+0.21=0.9364x3=0.93642.47-1.47×0.9364=0.5863y4=0.7826×0.8563+0.21=0.8871x4=0.88712.47-1.47×0.8871=0.7608y5=0.7826×0.7608+0.21=0.8124x5=0.81242.47-1.47×0.8124=0.6370y6=0.7826×0.6370+0.21=0.7155x6=0.71552.47-1.47×0.7155=0.5045y7=0.7826×0.5045+0.21=0.6188x7=0.

10、61182.47-1.47×0.6118=0.3895y8=0.7826×0.3895+0.21=0.5218x8=0.52182.47-1.47×0.5218=0.3064y9=0.7826×0.3064+0.21=0.4568x9=0.45682.47-1.47×0.4568=0.2540因为x8=0.3064>xf=0.2822 有因为x9=0.2540<xf=0.2822所以在第八块塔板和第九块塔板之间进料。提留段的计算因为 r'=(r+1)xf-xwxd-xf+(q-1)xd-xwxd-xf又因为泡点进料，即q=1

11、 r'=r+1xf-xwxd-xf=3.60+1×28.22%-0.589%99.83%-28.22%=1.775由相平衡方程得 x=y-(-1)y=y2.47-1.47y由提留段操作方程得yn+1=r'+1r'xn-xwr' =1.775+11.775xn-0.589%1.775 =1.5634xn-0.0033 又因为x9=0.2540可得到提留段各个塔板的组成气相组成液相组成x10=1.5634×0.2540-0.00332=0.39378 y10=0.393782.47-1.47×0.39378=0.21037x11=1.5

12、634×0.2104-0.0033=0.32544y11=0.325442.47-1.47×.032544=0.16347x12=1.5634×0.1635-0.00332=0.25225y12=0.252252.47-1.47×0.25225=0.12017x13=1.5634×0.12017-0.00332=0.18455y13=0.184552.47-1.47×0.18455=0.08394x14=1.5634×0.08394-0.00332=0.12791y14=0.127912.47-1.47×0.127

13、91=0.05605x15=1.5634×0.05605-0.00332=0.08431y15=0.084312.47-1.47×0.08431=0.03594x16=1.5634×0.03594-0.00332=0.05287y16=0.052872.47-1.47×0.05287=0.02210x17=1.5634×0.02210-0.00332=0.03123y17=0.031232.47-1.47×0.03123=0.01288x18=1.5634×0.01288-0.00332=0.01682y18=0.01682

14、2.47-1.47×0.01682=0.00688x19=1.5634×0.00688-0.00332=0.00744y19=0.007442.47-1.47×0.00744=0.00303因为 y19=0.00303<xw=0.00598所以在第十九块塔板进料填料高度的计算因为采用25mm钢制拉西环，所以压力降取p=0.5kpa/m，等板高度hept=0.46m。填料塔总板数 n=19所以，填料总高度为z=hept×n-1=0.5×18=8.28m精馏段填料高度为z精=8×0.46=3.68m提留段填料高度为z提=z-z精=8

15、.28-3.68=4.60m压力降计算精馏塔的总压降p总=z×p=8.28×0.5=4.14kpa精馏段的压降p精=z精×p=3.68×0.5=1.84kpa提留段的压降p提=p总-p精=4.14-1.84=2.30kpa因为采用常压操作，所以顶部压强为常压，即pd=101.3kpa进料口处压强为pf=pd+p精=101.3+1.84=103.14kpa塔底的压强为pw=pd+p总=101.3+4.14=105.44kpa精馏塔塔径的计算物料的液体密度 塔顶 xd=0.9983由图1得：td=80.2查化工物性算图手册1得苯=815.5kg/m3甲苯=8

16、10.2kg/m3ld=(wd苯+1-wd甲苯)-1=(0.998815.5+1-0.998810.2)-1=815.5kg/m3进料处xf=0.2822tf=99.35查化工物性算图手册得苯=795kg/m3甲苯=792.5kg/m3lf=(wf苯+1-wf甲苯)-1=(0.25795+1-0.25792.5)-1=793.1kg/m3塔底xw=0.00589tw=110.5查化工物性算图手册得苯=782kg/m3甲苯=782.5kg/m3lw=(ww苯+1-wf甲苯)-1=(0.005782+1-0.005782.5)-1=793.1kg/m3物料气体密度计算塔顶，因为y1=xd=0.99

17、83所以，塔顶气体摩尔质量mgd=m苯×xd+m甲苯×1-xd=78.108×0.9983+92.134×1-0.9983=78.132g/mol塔顶气体密度gd=pd×mgdr×td=101.3×78.1328.314×(80.2+273.15)=2.694kg/m3进料时，xf=0.2822, yf=0.4900所以，塔顶气体摩尔质量mgf=m苯×yf+m甲苯×1-yf=78.108×0.4900+92.134×1-0.4900=85.26g/mol进料中气体的密度gf=

18、pf×mgfr×tf=103.3×85.268.314×(99.35+273.15)=2.844kg/m3塔底 xw=0.00589 , 查图1得yw=0.0200所以，塔底气体摩尔质量mgw=m苯×yw+m甲苯×1-yw=78.108×0.0200+92.134×1-0.0200=91.85g/mol塔底气体密度gw=pw×mgwr×tw=105.8×91.858.314×(110.5+273.15)=3.037kg/m3塔顶和塔底气液体积流速的计算在泡点回流条件下，精馏段

19、每层塔板下降的液体量等于回流量。l=rd=3.60×1.754=6.3144kmol/h精馏段每层塔板上升的量为v=d+l=1.754+6.3144=8.0684kmol/h提留段l'=l+f=6.3144+6.3=12.6144kmol/hv'=v=8.0684kmol/h塔顶气体体积流速qv,gd=v×mgd3600×gd=8.0684×78.1323600×2.694=0.0650m3/s塔顶液体体积流速qv,ld=l×mld3600×ld=6.3144×78.1323600×815

20、.5=0.000168m3/s塔底气体体积流速qv,gw=v'×mgw3600×gw=8.0684×85.263600×3.037=0.0629m3/s塔底液体体积流速qv,lw=l'×mlw3600×lw=6.3144×92.0513600×782.5=0.000412m3/s泛点气速的计算 泛点气速在精馏段的第一块塔板上的速度最大，在提留段的最后一块塔板的速度最大。查苯和甲苯的黏度12得40时 苯=0.5mpas 甲苯=0.482mpas80.2时 苯=0.305mpas 甲苯=0.327mpa

21、s110.5时 苯=0.233mpas 甲苯=0.245mpas精馏段： lmvm（gdld）0.5=6.3144×78.1328.0684×78.132（2.694815.5）0.5=0.0450查填料塔泛点气速及气体压力降计算用关联图3得u精2精ggdldd0.2=0.068因为=390 取 精=0.305mpas80.2时，水=971.8kg/m3 精=水ld=971.8815.5=1.192u精=0.068×g×ld精精0.2gd=0.068×9.8×815.5390×1.192×0.3050.2×

22、;2.694=0.7417m/s因为实际泛点气速是最大泛点气速的60%-80%，计算中取60%u1=60%×u精=0.6×0.7417=0.4450m/s精馏段塔径为d1=4×qv,gd×u1=4×0.0653.14×0.445=0.4314m提留段lm'vm'（gwlw）0.5=12.6144×78.1328.0684×91.85（3.307782.5）0.5=0.1019u提2提ggwlww0.2=0.055因为=390 取 提=0.245mpas110.5时，水=951.0kg/m3 提=水l

23、d=951.0782.5=1.215u提=0.055×g×lw提提0.2gw=0.055×9.8×782.5390×1.215×0.2450.2×3.307=0.5971m/su2=60%×u提=0.6×0.5971=0.4120m/sd2=4×qv,gw×u2=4×0.06293.14×0.4120=0.4410m圆整：根据压力容器公称直径标准（gbt9019-2001）,选取d=450mm填料塔高度计算 采用的25mm钢质拉西环，hept取0.5米。精馏段高度z

24、1=n精×hept=8×0.5=4mz1实=1+0.2z1=1.2×4=4.8m提留段高度z2=n提×hept=11×0.5=5.5mz2实=1+0.2z2=1.2×5.5=6.6mz=z1实+z2实=13.4m根据设计规则，塔底预留3min液体塔底预留液体体积v预=qv,lw×180s=0.000412×180=0.07416m3塔底预留高度h=v预a=4×0.07416×0.452=0.467m<hr=0.75m在塔顶和塔底还要按要求预留一定高度，取0.85m塔的裙座取1.2m所以塔的

25、总高度h=z+h+0.75+0.85×2=17.0517.1m液体分布器的计算由于圆整后的精馏塔公称直径dn为450mm，根据设计规则45 选用莲蓬头式液体分布器。液体分布器直径d=(0.20.3)dn取 d=0.2dn=0.2×450mm=90mm球面半径 r=0.51.0d 喷洒角80°喷洒孔直径 =310mm 取=3mm安装高度y=0.51.0dn 取y=0.5dn=0.5×450mm=225mm同心圆数m<d2×3×2=3.14×902×3×2=23.55取 m=8第一圈圆周上的孔的个数z取

26、6因为z=2(n-1)m(m+1)解之得n=216个输液能力vl=fw 液体流速系数0.820.85 取0.82f 喷洒孔总面积，m2w 喷洒孔流体流速，m/sw=2ghh 莲蓬头内压力 h=310mm h2o 取h=3mm h2o w=0.82×2×9.8×3=6.288m/svl=0.82×216×14×(31000)2×6.288=0.00789m3/s>0.000168m3/s设计的液体分布器合适全凝器的计算对全凝器做热量衡算，忽略热量损失qc=v(iv-il)=(r+1)d(iv-il)qc全凝器热负荷，kg

27、/siv，il顶部上升蒸汽和馏出液的焓，kj/kmolqm -冷却介质消耗量，kg/scpc -冷却介质比热容，kj/(kgs)查化工物性算图手册可得下表 苯-甲苯物性数据项目沸点/汽化热h/ kj/mol苯80.131甲苯110.832q1=(r+1)d(ivd+ild)=(3.6+1)×1.574×78.132×(80.2+237.15)×313600=1918.14kj/s假设用水做冷却剂，水的进口温度t1设为20，出口温度t2设为60，查表得水的比热容cp=4.01kj/(kgk)水的用量qm1=q1cp(t2-t1)=1918.144.01&#

28、215;(60-20)=11.96kg/s再沸器的计算再沸器提供全塔消耗的能量q=v'(ivw-ilw)=r'wivw-ilw=1.775×4.546×32×92.051×(110.5+273.15)3600=2533.022kj/s查物性手册得水的相变热为:2260kj/kg所需的水蒸气的量为qm2=2533.0222260=1.121kg/s管径尺寸计算流体在管道内流动时，液体流速一般为0.53m/s，气体流速一般为1030m/s塔顶蒸汽输出管道因为 qv,vd=0.0650m3/s取蒸汽流速 u1=20m/s管径 d1=4×

29、;qv,vdu1=4×0.06503.14×200.0634m根据普通无缝钢管（gb 8163-87）中的热轧无缝钢管标准，选取76mm×3.0mm的无缝钢管回流输液管道因为 qv,ld=0.000168m3/s取蒸汽流速u2=0.5m/s管径d2=4×qv,ldu2=4×0.0001683.14×0.50.022m根据普通无缝钢管（gb 8163-87）中的热轧无缝钢管标准，选取32mm×2.5mm的无缝钢管塔顶馏分（d）输出管道因为 qv,d=1.754×78.1323600×815.5=0.0000

30、467m3/s取蒸汽流速u3=0.5m/s管径d3=4×qv,ldu3=4×0.0001683.14×0.50.022m根据低压流体输送用焊接钢管规格（gb3091-93,gb3092-93）选取17.0mm×2.25mm的无缝钢管回流输液管道因为 qv,lw=0.000412m3/s取蒸汽流速u4=0.5m/s管径d4=4×qv,ldu4=4×0.0004123.14×0.50.023m根据普通无缝钢管（gb 8163-87）中的热轧无缝钢管标准，选取32mm×2.5mm的无缝钢管再沸器回流管道因为 qv,vw=

31、0.0629m3/s取蒸汽流速 u5=20m/s管径 d5=4×qv,vdu5=4×0.06293.14×200.0633m根据普通无缝钢管（gb 8163-87）中的热轧无缝钢管标准，选取76mm×3.0mm的无缝钢管塔底组分w输出管道因为 qv,w=0.000142m3/s取蒸汽流速u6=0.5m/s管径d6=4×qv,ldu6=4×0.0001423.14×0.50.019m根据低压流体输送用焊接钢管规格（gb3091-93,gb3092-93）选取26.8mm×2.75mm的无缝钢管进料管道因为 qv,f=

32、0.00195m3/s取蒸汽流速 u7=0.5m/s管径 d7=4×qv,vdu7=4×0.001953.14×0.50.0223m根据普通无缝钢管（gb 8163-87）中的热轧无缝钢管标准，选取32mm×2.5mm的无缝钢管其他设备的计算选择1 泵因为 mf=556kg/hvf=mflf=556793.20=0.701m3/h扬程 h1.2+0.85+1.2×11×0.46+0.75=8.872m功率 w功=vflfgh=0.701×793.20×9.8×9.33600=14.076w查化工原理附录二

33、十二可选用is50-32-200型号，在1450r/min 下，效率为33%，轴功率为0.41kw，配带功率为0.75kw换热器查物性手册得到表10，表11计算所用数据表10 苯-甲苯在各温度下的比热容温度 cp苯 kj/(kgk)cp甲苯 kj/(kgk)401.7831.74080.21.9181.910110.52.023表11 水的物性数据温度 密度 kg/m3黏度 ×10-3mpas热导率 w/(mk)20998.21.0040.59940992.20.65330.63560983.20.46990.659塔顶产品换热器因为塔顶馏出液中甲苯含量极少，且在相同温度下苯、甲苯的

34、比热容相差不大，所以在40到80.2区间内，塔顶馏出产品的比热容取cp,d=1.840 kj/(kgk)塔顶产品降到40时，放出的热量q1q1=qm,dcp,d(t2-t1)=1.745×78.1323600×1.840×(80.2-40)=2.8158kj/s设水的进口温度t1=25,出口温度t2=40所以t1=t1-t2=80.2-40=40.2t2=t2-t1=40-25=15tm,=t2-t1lnt2t1=25.56因为r=t1-t2t2-t1=40.225=2.68p=t2-t1t1-t1=40.225=0.272查温度校正系数算图得 =0.86所以tm

35、=tm，=0.86×25.56=21.98根据总传热系数k值的大致范围表，得ko(估)=30w/(m2k)估算换热面积 so，=q1ko(估)tm=2.8157×10330×21.98=4.27m2苯走管程，水走壳程，选换热管为25mm×2.5mm的钢管，估算单程长度l=so，d1=4.273.14×0.02=67.99m取管长3000mm,总管数 n=9.823.0=23根若用四管程，则每根管的长度选用3000mm，由换热器系列标准初选釜头式换热器，总管数n=48根，每管程管数为12根，管中心距t=32mm,正方形错列，壳体内径d=600mm

36、折流板距h=200mm,故折流板数为7块，管内苯的流速u苯=qv,d=4×0.00004673.14×0.022=0.1478m/s苯的对流系数1=0.027ddu苯0.8cp0.33w0.14因为流体被加热，所以w0.14=0.951=0.027×0.1330.02×0.02×1.487×815.50.393×10-30.8×1.84×103×0.393×10-30.1330.33×0.95=321.27w/(m2k)水的质量流量qm,h2o=q1cp（t2-t1）=2.8

37、158×1034.178×103×(40-25)=0.449kg/s壳程最大流通面积s=hd1-d2t=0.2×0.6×1-2532=0.02625m2水的流速u水=0.0449996.1×0.02625=0.00172m/s正方形错列的当量直径为de=4（t2-4d22）d2=4×（0.0322-3.144×0.02522）3.14×0.025=0.027m水的对流系数2=0.023ddu0.8cpn流体被加热，n=0.42=0.023×0.6350.027×0.027×0

38、.00172×996.10.7683×1030.8×4.178×103×0.7680×10-30.6350.4=27.45w/(m2k)污垢热阻系数rd1=rd1=0.0002(m2k)/w,碳钢热导率=45w/(m2k)总传热系数1k=12+rd2+bd2dm+rd1d2d1+d21d1=127.45+0.0002+0.0025×2545×22.5+0.0002×2520+25321.27×20=4.089×10-2w/(m2k)k=24.45(m2k)/w实际传热面积a=q1ktm

39、=2815.824.45×21.98=5.2m2与原值估计相差不大，且换热面积小于换热器的换热面积，所以适合。塔底产品换热器因为塔底馏出液中苯含量极少，且在相同温度下苯、甲苯的比热容相差不大，所以在40到110.5区间内，塔顶馏出产品的比热容取cp,d=1.880 kj/(kgk)塔顶产品降到40时，放出的热量q2q2=qm,wcp,w(t2-t1)=4.546×92.0513600×1.880×(110.5-40)=15.4064kj/s设水的进口温度t1=25,出口温度t2=55所以t1=t1-t2=110.5-40=70.5t2=t2-t1=55-

40、25=30tm,=t2-t1lnt2t1=47.44因为r=t1-t2t2-t1=40.225=2.35p=t2-t1t1-t1=40.225=0.351查温度校正系数算图得 =0.88所以tm=tm，=0.88×47.44=41.75根据总传热系数k值的大致范围表，得ko(估)=20w/(m2k)估算换热面积 so，=q1ko(估)tm=15406.420×41.75=18.45m2苯走管程，水走壳程，选换热管为25mm×2.5mm的钢管，估算单程长度l=so，d1=18.453.14×0.02=293.8m取管长6000mm,总管数 n=293.86=49根若用四管程，则每根管的长度选用6000mm，由换热器系列标准初选釜头式换热器，总管数n=72根，每管程管数为12根，管中心距t=32mm,正方形错列，壳体内径d=600mm折流板距h=200mm,故折流板数为7块，管内苯的流速u苯=qv,w=4×0.0001423.14×